化工工艺设计精要.doc

工艺设计要点之一：物性数据某些工程设计实践经验是十分宝贵的。 听说某资深工程师在现场转一转，瞄着一根管线和旁边流量计的读数，就能估算出其压降来，不超过5%误差；不要做什么复杂的计算，就能目测出容器的大概尺寸；向裸管上吐一口唾沫，能估计出其表面温度；这些专业特技绝活非一日之功，都是经过长期的实践和体会摸索得来的。除了已经定式的一些概念、数据之外，肯定还有一些简便的算法、规则在其脑海里。但要强调的一点是，这些经验公式只是用于估算，在某些场合下不能替代严格设计计算。它只适用于远离设计本部的施工现场，手头又没有严格正规的设计计算程序、手册。这时，凭经验和这些设计要点可以省却很多时间。实际工程经验的积累是从一个普通工程师到资深工程师的转折点。对一个化学工程师来说，实际工程经验是十分重要的。估算在某些时候、某些场合要比严格计算更加实惠、便捷。在以后不定期刊发的“工艺设计要点之.”系列选辑将汇编一些工程设计中常见的数据、图表和关联式。希望广大设计人员，尤其是工艺系统工程师们搜集工作中的点滴经验、体会，贡献出来，取长补短，共同提高我们的设计水平的技能。本期从几个方面陈列一些常用的工程数据，供化学工程师参考。常用物质的物理性质数据有机物液体密度与温度的关联式：l(tc-t)0.3有机物气体密度可按下式计算：g=(mwp)(zrt)水的沸点是压力的函数：tbp(oc)=(压力mpa109)0.25其他常用的工程常数：在空气中的声速= 346 m / s 光速= 3.0108 m / s 重力常数=980.665 gm cm / gf s2 阿佛迦德罗常数=6.021023 /mol 普适气体定律常数r= 1.9872 g cal / g mol k =8.31434 j / mol k =8.31434 m3 pa / mol k 质-能关系=8.991016 j/kg =913.5 mev / u 介电常数=8.8510-12 f / m =1.2610-6 h / m 普朗克(planck)常数=6.6310-34 js =4.14 x 10-15 evs 波尔兹曼(boltzmann)常数=1.3810-23 j / k =8.6210-5 ev / k 元素电荷=1.6010-19 c 电子静质量=9.1110-31 kg 质子静质量=1.6710-27 kg 玻尔(bohr)半径=5.2910-11 m 玻尔(bohr)磁子= 9.2710-24 j / t =5.7910-5 ev / t 其他常见的无因次数群：雷诺数(reynolds)表示惯性力与粘滞力之比；普兰德数(prandtl)表示流体物性对传热的影响；施密特数(schmidt)表示流体物性对传质的影响；努塞尔数(nusselt)表示给热系数；欧拉数(euler)表示压差；马赫数(mach)表示线速与声速之比；施伍德数(sherwood)表示传质系数；史坦顿数(stanton)表示传递热量与流体热容量之比；韦勃数(weber)表示惯性力与表面张力之比；弗鲁德数(froude)表示重力对流动过程的影响；伽利略数(galileo)表示重力与粘滞力的关系；格拉斯霍夫数(grashof)表示自然对流对传热的影响；路易斯数(lewis)表示物性对传热和传质的影响；彼克列数(peclet)表示总体传热量与扩散传质量之比。本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-19246-1-1.html工艺设计要点之二：精馏塔和管壳式换热器工艺设计要点之二：精馏塔和管壳式换热器精馏塔1。填料塔： (a)根据每米填料层高度的压降，来判断是否会液泛。通常每米填料的液泛压降为0.0170.025 kg/cm2(b)而在载点以下操作，则是正常稳定的操作条件。通常每米填料的载点压降为0.00430.009 kg/cm2在此操作条件下的填料等板高度hetp是最低的，也即分离效率最高。2。由于风载和地基等原因，塔的高度一般不超过53米。3。对于小于900 mm直径的小塔，通常采用填料塔。这是基于小直径板式塔制造费用高昂的考虑。4。典型的全塔效率通常在6090 %之间。5。通常筛板塔盘间距为300400 mm；真空塔盘间距为500750 mm。如果考虑方便维修，相应的板间距要大一些，机械设计上的最低要求为460 mm。管壳式换热器1。换热介质的流向配置： (a)将腐蚀性强的流体安排在管内，这样只需少量的贵重合金管材即可。如果壳间走腐蚀性流体，不仅需要昂贵的壳体材料，而且壳内的管子也需耐腐材料。 (b)将易结垢的流体安排在管内，通过流速控制可以适当清除污垢。检修期间，不用抽出管束就可以机械清洗直管段。 (c)对于高温/高压操作的流体安排在管内，可以省却特殊、昂贵的制造材料。 (d)将较低流速的介质安排在壳侧，可以体现出其经济性能。因为低流速流体在壳侧比在管内更易产生有利于传热的湍流现象。2。在各种操作压力条件下，换热器中较为合理的压降如下：操作压力 合理的压降真空常压 操作绝压的十分之一11.7 kg/cm2 操作表压的二分之一1.7 kg/cm2以上 0.35 kg/cm2或更高3。当冷却粘度较大流体时，顺流操作比逆流换热要好。因为冷流体可以获得较高的传热系数。4。壳径与列管根数的经验关联式为：d=1.75d(nnp)0.47其中 d为壳内径，mm d为管外径,mmn为每程的列管根数np为每壳程内的管程数。本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-19247-1-1.html工艺设计要点之三：材料选择优点 缺点碳钢便宜、易成型、最常用、耐微碱性环境 不耐酸、强碱物料、相对易脆(尤其低温环境下) 不锈钢相对便宜、易成型、相对碳钢更适合于各种酸、碱性环境 不耐含氯物料、在高温环境下降低性能参数 254 smo 中等价格、相对易成型、相对不锈钢更适合于各种酸、碱性环境 稍耐含氯物料、在高温环境下稍降低性能参数 钛合金 耐含氯物料(海水环境)、高强度薄材 稍昂贵、难成型、焊接难 铅钛合金 耐含氯物料(高温、海水环境) 非常昂贵、难成型 镍 耐碱性物料(高温、海水环境) 昂贵、焊接难 哈氏合金 耐酸性物料(适应范围广) 相当昂贵、易焊接 石墨 耐弱盐酸性物料 非常昂贵、易脆、难成型 钽 其他材料的替代品(非常苛刻的场合) 极其昂贵、慎重选用 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-19248-1-1.html工艺设计要点之四：凉水塔1。在工业凉水塔设计中，取决于空气的温度和湿含量，湿球温度就是水可以被冷却到的最低理想温度，实际上可以达到环境饱和空气90 %左右的冷却等级。2。凉水塔的尺寸大小是与水温、湿球温度有关的。其相对大小比例如下：t水-t湿，of相对尺寸大小5 2.415 1.025 0.553。循环水量通常在510 m3/hr-m2，空气速度通常在1.52 m/s4。逆流诱导式通风塔是最常见的。这些塔的操作条件可达湿球温度的1 oc之内，通常在36 oc的温差之内。5。对于需要每冷却6 oc左右的凉水塔，约有1 %的循环量损失。飘散损失约占循环量的0.25 %左右，排放约占循环量的3 %左右，以防止氯盐类物质等化学品在系统中的累积。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-19249-1-1.html工艺设计要点之五：输送装置对于大于120 m长距离、大通量物质传递的场合，选用气流输送装置是最适宜的。还适用于多个输送源、多个目的地的工况。对于真空或低压系统0.40.8 bar)，输送空气速度为1037m/s。输送空气量约在0.030.5 m3/m3输送固体。2。拖曳型刮板输送机是全封闭的，适合于短距离输送物质。块料尺寸约为75480mm，输送速度为0.21.3m/s,所需动力比其他形式的输送装置要大。3。斗式提升机常用于垂直输送物料的场合，且物质是比较粘稠、研磨的物料。500500mm容量抓斗的处理能力可达28 m3/hr，提升速度为0.5m/s，最快速度可达1.5 m/s 4。带式输送机用于长距离、大通量输送。倾斜度最大为30o角， 600 mm宽的皮带输送能力达85m3/hr，输送速度约为0.5m/s，最快速度可达3m/s所需动力相对要小些。5。螺旋输送机用于粘稠、研磨物料的长达46 m距离的输送。倾斜度最大为20o角， 300mm直径螺旋板的输送能力达85 m3/hr，转速为4060转/分时的输送能力可达2885 m3/hr 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-19309-1-1.html工艺设计要点之六：结晶器1。大多数结晶过程中，c/csat(浓度/饱和浓度)之比保持在1.021.05 之间。2。晶体生长速度和晶粒大小取决于溶液的过饱和度。3。在冷却结晶过程中，溶液温度保持在给定浓度的饱和点以下0.51.2 oc较合适。4。常见的晶体生长速度约为0.10.8 mm/hr 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-19971-1-1.html工艺设计要点之七：电机与透平1。电机马达的效率一般在85 95% ； 蒸汽透平的效率一般在42 78% ； 燃气透平的效率一般在 28 38% 。 2。对于75 kw (100 hp)以下的用户，通常采用电机， 最高可用于15000 kw (20000 hp)的用户。 3。最常用的是感应电动机。 例如转速低达150 转/分的同步电动机，其额定功率为37 kw (50 hp)左右。 适用于低转速往复压缩机。 4。蒸汽透平机很少用于75 kw (100 hp)以下的用户，其转速可以控制。 5。采用气体膨胀机可以回收上百马力的能量，同时也是获取低温的手段。 膨胀机每产生100kw的功率，相当于移去了360kj/h的热量。 6。由下式估算透平机的功耗： 其中 h = 实际可用功，btu/lb cp = 常压热容，btu/lb of t1 = 入口温度，or p1 = 入口压力，psia p2 = 出口压力，psia k = cp/cv 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-19972-1-1.html工艺设计要点之八：固体干燥1。喷雾干燥只需几秒钟的时间，而转筒式干燥时间则需几分钟，乃至一个小时。2。处理315 mm球粒状物料干燥的连续板/带式干燥器的干燥时间约为10200分钟。3。用于处理高粘度流体物料的鼓式干燥器接触时间约为312秒， 产品片厚约13 mm。转鼓直径约0.51.5 m，转速约为210 转/分。最大蒸发能力约为1363 kg/hr 4。转筒式干燥器操作的空气流速为1.53 m/s，最高达11 m/s。停留时间约590 分钟。对于新设计的转筒干燥器，需要85 %的横截面积空间。采用逆流操作的设计，出口气体温度高于固体温度约1020 oc。而并流操作的设计，要保证固体物料出口温度为100 oc。转速通常为45 转/分，转速与筒径(m)的乘积约为4.67.6。5。气流输送干燥器适用于13 mm的颗粒干燥，甚至大至10 mm的颗粒物料。空气速度约为1030 m/s，典型的单程干燥停留时间接近1分钟。设备尺寸约为直径0.20.3 m，长138 m。6。流化床式干燥器适合处理4 mm以下的颗粒干燥。气速的设计参数为最小流化速度的1.72 倍。一般连续操作的干燥时间取12 分钟就足够了。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-19973-1-1.html工艺设计要点之九：罐式容器1。液体罐通常是卧式的，气液分离罐通常是立式的。 2。适宜的长度/直径比为3，范围在2.5 5。 3。半充满回流罐的停留时间为5 分钟； 气液分离罐进料到另一个塔之间的设计停留时间为5 10 分钟。 4。炉前进料罐的停留时间最好是30 分钟。 5。压缩机前气液分离罐的设计停留时间应该为每分钟液体体积通量的10 倍。 6。液液分离器的设计停留时间应该维持沉降速度为0.85 1.3 mm/s 7。气液分离罐中气体临界速度 = 0.048 (液体密度/气体密度-1)0.5 密度为kg/m3，临界速度为m/s 8。除沫器中丝网层厚度通常为150 mm。 9。对于正压分离系统，丝网层之前的分离空间为150450 mm， 丝网层之后的分离空间为300 mm。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-19974-1-1.html工艺设计要点之十：蒸发器1。最常见的类型是垂直长管自然或强制循环蒸发器。管径在1963 mm之间，管长在3.69.1 m之间。2。强制循环速度一般在4.56 m/s范围内。3。溶液沸点温度升高(boilingpointrise或b.p.elevation)是由于溶液中存在不挥发溶质的作用，而导致溶液温度与饱和蒸汽温度的差别。4。当bpr大于4 oc时，较经济的做法是采用46 效串联蒸发器设计。温差愈小，采用取决于蒸汽消耗成本的串联设计，其经济效果愈加明显。5。增加多效之间的蒸汽压力，可以采用喷射器(2030%效率)，或者机械压缩机(7075%效率)。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-19975-1-1.html工艺设计要点之十一：过滤器1。通常依据实验室真空滤叶试验的形成滤饼时间来分类的， 0.110 cm/s为快速； 0.110 cm/min为中速； 0.110 cm/hr为慢速； 2。如果5分钟之内不能形成3 mm厚的滤饼，则不应采用连续过滤方法。3。对于需要快速过滤的场合，最好选择带卸料、顶加料的转鼓过滤机和加压式离心过滤机。4。对于需要中速过滤的场合，最好选择带真空鼓式和边沿式离心过滤机。5。对于需要慢速过滤的场合，最好选择压滤机或者澄清式离心过滤机。6。对于需要过滤微细砂矿石的场合，转鼓速率为7335 kg/day-m2，转速20 转/hr，真空度457635 mm hg。7。对于需要过滤矿脉固体和结晶的场合，转鼓速率为29340 kg/day-m2，转速20 转/hr，真空度51152 mm hg。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-20152-1-1.html工艺设计要点之十二：混合与搅拌1。中等搅拌程度的流体表面速度为0.030.06m/s，而强烈搅拌的流速为0.20.3 m/s。2。测量有挡板搅拌槽内的搅拌强度，主要依据是所需动力和叶轮尖端速度：动力输入叶端线速kw/m3m/s掺混0.033/size/fontfont=宋体size=14pt0.082/size/font/align/align/tdtd=1,1,544align=leftalign=leftfont=宋体size=14pt-/size/font/align/align/td/trtrtd=1,1,180align=leftalign=leftfont=宋体size=14pt均相反应/size/font/align/align/tdtd=1,1,208align=leftalign=leftfont=宋体size=14pt0.082/size/fontfont=宋体size=14pt0.247/size/font/align/align/tdtd=1,1,544align=leftalign=leftfont=宋体size=14pt2.29/size/fontfont=宋体size=14pt3.05/size/font/align/align/td/trtrtd=1,1,180align=leftalign=leftfont=宋体size=14pt带传热的反应/size/font/align/align/tdtd=1,1,208align=leftalign=leftfont=宋体size=14pt0.247/size/fontfont=宋体size=14pt0.824/size/font/align/align/tdtd=1,1,544align=leftalign=leftfont=宋体size=14pt3.05/size/fontfont=宋体size=14pt4.57/size/font/align/align/td/trtrtd=1,1,180align=leftalign=leftfont=宋体size=14pt液液混合/size/font/align/align/tdtd=1,1,208align=leftalign=leftfont=宋体size=14pt0.824/size/font/align/align/tdtd=1,1,544align=leftalign=leftfont=宋体size=14pt4.57/size/fontfont=宋体size=14pt6.09/size/font/align/align/td/trtrtd=1,1,180align=leftalign=leftfont=宋体size=14pt气液混合/size/font/align/align/tdtd=1,1,208align=leftalign=leftfont=宋体size=14pt0.824/size/fontfont=宋体size=14pt1.647/size/font/align/align/tdtd=1,1,544align=leftalign=leftfont=宋体size=14pt4.57/size/fontfont=宋体size=14pt6.09/size/font/align/align/td/trtrtd=1,1,180align=leftalign=leftfont=宋体size=14pt淤浆/size/font/align/align/tdtd=1,1,208align=leftalign=leftfont=宋体size=14pt1.647/size/font/align/align/tdtd=1,1,544align=leftalign=leftfont=宋体size=14pt-/size/font/align/align/td/tr/tablealign=leftalign=leftfont=宋体size=14pt /size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont=宋体size=14pt /size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont=宋体size=14pt3/size/fontfont=宋体size=14pt。各种搅拌槽的几何尺寸都与其容器的直径(/size/fontfont=宋体size=14ptd/size/fontfont=宋体size=14pt)/size/fontfont=宋体size=14pt有关：/size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont=宋体size=14pt液位=/size/fontfont=宋体size=14ptd/size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont=宋体size=14pt涡轮叶片的直径=/size/fontfont=宋体size=14ptd/3/size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont=宋体size=14pt叶轮距槽底距离=/size/fontfont=宋体size=14ptd/3/size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont=宋体size=14pt叶片宽度=/size/fontfont=宋体size=14ptd/15/size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont=宋体size=14pt四直叶挡板宽度=/size/fontfont=宋体size=14ptd/10/size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont=宋体size=14pt /size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont=宋体size=14pt4/size/fontfont=宋体size=14pt。对于需要沉降速度为/size/fontfont=宋体size=14pt9/size/fontfont=宋体size=14pt m/s/size/fontfont=宋体size=14pt的固体悬浮物，采用涡轮式叶轮设计；/size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont=宋体size=14pt对于需要沉降速度为/size/fontfont=宋体size=14pt46/size/fontfont=宋体size=14pt m/s/size/fontfont=宋体size=14pt的场合，则采用强化搅拌的推进式叶轮设计；/size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont=宋体size=14pt /size/font/align/alignalign=leftalign=leftfont=宋体size=14pt5/size/fontfont=宋体size=14pt。气液混合所需的动力比完全液体混合所需的动力约小/size/fontfont=宋体size=14pt25/size/fontfont=宋体size=14pt50/size/fontfont=宋体size=14pt %/size/fontfont=宋体size=14pt。/size/font/align/align 回复 引用收藏 分享 举报 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-20153-1-1.html工艺设计要点之十三：压力容器和贮罐1。在-30 oc到345oc之间的设计温度，取最大操作温度加上25oc的余量。2。一般情况下，设计压力取最大操作压力的110 %或者在最大操作压力值上再加0.691.7 bar，取大者。最大操作压力取正常操作压力值加上1.7 bar。3。对于真空操作，设计压力取相对于全真空的1 bar(表)压力。4。保证罐体结构安全的最小壁厚为：对于直径为1.07 m及以下尺寸的罐，壁厚取6.4 mm；对于直径为1.07 1.52 m尺寸的罐，壁厚取8.1 mm；对于直径为1.52 m以上尺寸的罐，壁厚取9.7 mm。5。许用工作应力取材料强度极限的1/4。6。最大许用工作应力：温度范围-30 345 oc 400 oc 455 oc 540 oc碳钢sa203 1290 bar 1070 bar 686 bar 273 bar不锈钢302 ss 1290 bar 1290 bar 1100 bar 431 bar 7。容器壁厚估算式：壁厚=(压力外曲率半径)(许用应力焊接效率-0.6压力)+腐蚀余量 其中：压力为 (表)；曲率半径为英寸；应力为psi；腐蚀余量为英寸。初始设计工况的焊接效率通常取0.85。8。腐蚀余量取值：已知腐蚀性介质9 mm；非腐蚀性介质4 mm；蒸汽罐或空气槽1.5 mm。9。小于3.8 m3容量的贮罐，采用带支腿的立式罐。 10。3.838 m3之间容量的贮罐，采用混凝土支承的卧式罐。 11。大于38 m3量的贮罐，采用混凝土座的立式罐。 12。贮存低蒸气压的液体，采用浮顶罐。 13。原料贮罐通常按30天供料设计。14。贮罐容积应该设计为货运槽车容积的1.5倍。 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-20155-1-1.html工艺设计要点之十四：管道 1。对于液体管线尺寸设计:合适的流速为1.5+0.004d m/s，泵出口端压降约为0.04 kg/cm2/100 m管线。在泵入口端，流速为0.4+0.002d m/s，压降约为0.008 kg/cm2/100 m管线。其中d 为管线直径，mm。 2。对于蒸汽或者气体管线尺寸设计：合适的流速为0.24d m/s，压降约为0.01 kg/cm2/100 m管线。 3。过热、干蒸汽、气体管线的流速限制在 61 m/s 及压降0.1 kg/cm2/100 m管线；饱和蒸汽管线的流速限制在 37 m/s 以防止冲蚀。 4。对于型钢管线的压降估算式：p =35m1.20.2/(d4.2)其中： p为摩擦阻力降，kg/cm2/100 m当量管线 m为质量流率，kg/hr 为管内流体粘度，cp为管内流体密度，kg/m3d为管线内径，mm。对于光滑的换热器钢管，须用30替换35。 5。对于两相流，通常采用lockhart / martinelli估算式，首先计算管线内每一相单独存在时的压降，然后计算：x = pl/pg0.5则，总压降计算如下：p总 = ylpl 或者ygpg其中： yl = 4.6x-1.78 + 12.5x-0.68 + 0.65 yg = x2yl 6。控制阀至少需要0.69 bar的压降来正常地操作。 7。管道法兰的公称压力等级有10，20，40，103和175 bar。 8。截止阀通常适用于需要严密阻断气体介质的场合，闸阀适用于其他大多数场合。 9。螺纹管件适用于小于50 mm管径的管道中，较大的管线连接易采用法兰或焊接以防泄露。 10。管道表号为：其中 p为管道设计压力，psi 为管材的许用工作压力，psi 常用的管道表号为sch=40。本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-25073-1-1.html工艺设计要点之十五：泵1。用泵输送液体所需要的功率：kw=1.67流率(m3/min)压降(bar)效率 2。npsh=(在叶轮眼处的蒸气压力)(密度重力常数) 通常为1.2 6.1 m 液柱的压头 3。gpsa工程数据手册的效率估算式： 效率= 80-0.2855f+0.000378fg-0.000000238fg2+0.000539f2-0.000000639f2g+ 0.0000000004f2g2 其中：f 为压头，ft；g 为流率，gpm。 应用范围在f=50 300 ft； g=100 1000 gpm；偏差为3.5%。 4。离心泵：单级流量为0.057 18.9 m3/min 时，最大压头152 m ； 流量为0.076 41.6 m3/min时采用多级，最大压头1675 m 。 在流量为0.378 m3/min 时，效率为45% ；在流量为1.89 m3/min 时，效率为70%；在流量为37.8 m3/min 时，效率为80%。 5。轴流泵用于流量为0.076 378 m3/min 的场合，压头可高达12 m 液柱，效率约为65 85%。 6。旋转泵用于流量为0.00378 18.9 m3/min的场合， 压头可高达15,200 m 液柱，效率约为50 80%。 7。往复泵用于流量为0.0378 37.8 m3/min 的场合， 压头可高达300,000 m 液柱， 功率为7.46 kw 时的效率约为70%； 功率为37.3 kw 时的效率约为85%； 功率为373 kw 时的效率约为90%。本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-25074-1-1.html工艺设计要点之十六：压缩机和真空设备1。根据下图选择压缩机类型：2。风扇用来升高压力约3% ；鼓风机只能升高压力不到2.75 bar(表) ；压缩机则可以升到更高的压力。 3。理论上可逆绝热功率估算式：功率 = m z1 r t1 (p2 p1)a - 1 a 其中： t1为入口温度； p1、p2为进出口压力； r为气体普适常数 z1为压缩因子； m为摩尔流率； a = (k-1)/k ，及k = cp/cv 4。绝热可逆流体的出口温度t2 = t1 (p2p1)a 5。出口温度不应该超过204 oc 。 6。对于双原子气体(cp/cv = 1.4)的压缩比约为4。 7。对于多级压缩，每一级的压缩比应该接近相同。 压缩比 = (pn / p1) 1/n 共有n级压缩。 8。往复式压缩机的效率：压缩比为1.5时的效率为65%；压缩比为2时的效率为75%；压缩比为3 6时的效率为80 85%。 9。入口流率为2.8 47 m3/s 的大型离心式压缩机效率约为7678%。 10。活塞往复真空泵可以抽真空到1 torr(绝)；活塞旋转真空泵可以抽真空到0.001 torr(绝). 11。单级喷射泵可以抽真空到100 torr(绝)；双级可达10 torr(绝)；三级可达1 torr(绝)；五级可达0.05 torr(绝)。 12。三级喷射泵维持抽真空在1 torr(绝)，每kg空气需要100 kg蒸汽。 13。泄露进真空设备中的空气量=kv2/3其中当压力大于90 torr时，k=4.8；压力在320 torr时，k=1.9；压力小于1 torr时，k=0.6；v为真空设备的容积，m3； 泄露进真空设备的空气量，kg/h本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-32475-1-1.html工艺设计要点之十七：换热器 1。热交换器计算式q = uaf (lmtd) 中lmtd的校正因子可取f = 0.9。 2。最常见的换热管外径为19、25、38 mm ，三角形排列，管长6000、3000 mm 。 3。壳径300 mm的换热器面积约为9.3 m2； 壳径600 mm 的换热器面积约为37.2 m2； 壳径900 mm的换热器面积约为102 m2。 4。换热管内液体流速应该为1 3 m/s ；气体流速应该为9 30 m/s 。 5。带有腐蚀、污浊、锈蚀或者高压的流体通常安排在管内侧。 6。粘性和冷凝的流体通常安排在管外壳侧。 7。对于蒸发工况，压降约为0.1 bar；其他工况约为0.2 0.68 bar。 8。管壳式换热器中对于同端面管内外流体的最小温差约为 10 oc；对于冷剂约为5 oc 。 9。凉水塔出口温度通常为30 oc ，返水温度不高于45 oc 。 10。从参考文献中可以找到许多管壳式换热器中传热系数的估算式，参见本园地2000-12-22刊发的“如何设计换热器及平均总传热系数u的初估”。 11。对于换热面积为10 20 m2的工况，最好选用套管式换热器。 12。螺旋板换热器通常用于泥浆及含有固体物料的工况。 13。带垫片的板式换热器温度可高达160 oc，由于其高效传热及“交错温差”的特性，而被广泛应用。本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-32474-1-1.html工艺设计要点之十八：板式塔 1。对于理想混合物，其相对挥发度可以取其纯组分蒸汽压的比值。 2。塔的操作压力主要取决于冷凝器中冷剂的冷凝温度，以及再沸器中为避免工艺物流热降解而允许的最高温度。 3。对于顺序分离精馏塔系列：首先进行最容易的分离(采用最小塔板数及最小回流比)如果相对挥发度及进料组成变化不是很大，可一次将需要的产品精馏出塔顶。如果相对挥发度及进料组成变化很明显，按照其挥发度的降序排列，依次精馏出所需产品。如果进料浓度变化很明显，但是相对挥发度相差不多，按照其浓度的降序排列，依次精馏出所需产品。 4。最经济的回流比通常在最小回流比的1.2 1.5倍之间。 5。最经济的塔板数通常取最小理论板数的两倍，而最小理论板数是由fenske-underwood关联式决定的。 6。通常塔盘设计中实际塔盘数目要比计算值富余出10 % 。 7。板间距应该取450 610 mm 。 8。塔盘效率最高值通常在中等压力下蒸气线速度为0.6 m/s ；真空条件下蒸气线速度为1.8 m/s 。 9。每块塔盘的典型压降为0.007 bar。 10。水溶液物系精馏的塔盘效率通常在60 90 % ，而气体吸收和汽提塔的塔盘效率接近于10 20 %。 12。最常见的三类塔盘为浮阀、筛板和泡罩。泡罩适用于要求低漏液率的工况，其压降比浮阀和筛板塔盘还要低。 13。筛板塔盘筛孔直径约为6 13 mm，开孔面积约占塔盘总鼓泡面积的10 %。 14。浮阀塔盘阀孔直径为38 mm，每平方米鼓泡面积中约设置130 150 个浮阀。 15。最普通的堰高为50 76 mm，典型的堰长取塔径值的 75 %。 16。回流泵的输送能力应该有至少10 %的设计余量。 17。适宜的kremser吸收因子通常在1.25 2.00 之间。 18。回流罐通常是卧式安装，设计停留时间为5分钟时充满罐容积的一半。 19。对大多数的塔，直径至少为0.9 m ，其顶部应该留1.2 m高度的蒸气排放空间，底部应该留1.8 m高度的釜液累积排放和再沸器返回接口空间。 20。由于风载和基础的原因，塔高不宜超过为60 m。 21。塔的长径比一般不超过30，最好低于20。 22。根据塔径粗估再沸器热负荷：q = 1.36d2 对于加压精馏塔；q = 0.8d2 对于常压精馏塔； q = 0.4d2 对于真空精馏塔。其中热负荷q，106 kcak/hr； 塔径d，m本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-32473-1-1.html工艺设计要点之十九：填料塔 1。填料塔的压降总是比相应的板式塔要低。 2。经常采用规整填料来改造现有板式塔，以提高产能或者分离要求。 3。对于气相流率为14 m3/min 时，宜选用25 mm 规格的填料； 对于气相流率为57 m3/min 时，宜选用50 mm 规格的填料。 4。塔径与填料直径的比值通常应该大于15。 5。为避免被压扁，塑料填料层单段高度宜限制在3 4 m ，而金属填料床层单段可高达6 7.6 m。 6。对于鲍尔环填料，沿塔高每间隔5 10倍塔径时，就应该设置液体再分布器；对于其它散堆填料，每间隔6.5 m时，就应该设置液体再分布器。 7。大于900 mm塔径的液体再分布器喷淋头，约为塔截面积上86 130 个/m2 ；小塔中的喷嘴密度还应更大些。 8。填料塔操作泛点率应该在70 %左右。 9。对于气液吸收塔的理论板当量高度(hets)，25 mm鲍尔环为0.4 0.56 m ；50 mm鲍尔环为0.76 0.9 m。 10。设计压降：工况压降，bar/m填料吸收和再生塔 不发泡体系 中等发泡体系 0.002 0.0030.001 0.002气体洗涤塔 水为溶剂 化学品溶剂 0.003 0.0050.002 0.003常压或加压蒸馏塔0.003 0.007减压蒸馏塔0.001 0.003任何体系的最大值0.008 本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-32471-1-1.html工艺设计要点之二十：反应器 1。反应速率数据必须由实验室的研究工作得出，停留时间和空速数据的最终确定必须在试验台上取得。 2。催化剂颗粒的尺寸：流化床一般为0.1 mm，泥浆床一般为1 mm，固定床一般为2 5 mm。 3。对于均相全混釜反应器，输入搅拌浆的功率应该为0.1 0.3 kw/m3 。然而如果有传热发生，则所需功率应该三倍于上述数值。 4。当平均停留时间达到组分均一所需时间的5 10倍时，就达到了cstr的理想状态。适当设计的搅拌约500 2000次旋转，才能达到组分均一。 5。液体或者淤浆介质间相当慢的反应，通常最经济的配置应该采用3 5个全混釜反应器串联。 6。平推流反应器的典型应用，在高流率产出物及短停留时间，当需要明显的热量传递时选择它。 7。当达到平衡条件下95%的转化率时，一个5级全混釜反应器相当于一个活塞流反应器的性能。 8。温度升高10oc，通常反应速率会加快一倍。 9。非均相反应的反应速率经常是由传热或传质因素控制的，而不是化学动力学。 10。有时，改善催化剂选择性能比增加反应速率更有效。本文来自: 博研石油论坛 详细出处参考/thread-32470-1-1.html工艺设计要点之二十一：制冷1。一冷冻吨相当于移出12,000 btu/h 的热量。 2。各种常用的制冷剂：温度，oc制冷剂-18 -10深冷盐水、乙二醇-45 -10氨、氟里昂、丙烷/丙烯-100 -45乙烷、乙烯 3。取决于凉水塔的规模，冷却水出口温度在27 32 oc 之间，回水温度应该在42